石化公司120万／年延迟焦化装置工艺手册

120万吨/年延迟焦化装置技术资料之一

工艺手册

中石油股份公司XX石化公司

炼油厂延迟焦化车间

20XX年7月

目录

第一章延迟焦化装置简介..................1

一.装置概况..................................................1

二.工艺技术特点.............................................3

1.加热炉..................................................3

2..........................................................................................................焦炭塔4.

3..........................................................................................................分储塔4.

4..................................................................................焦炭塔密闭放空技术.5

5..................................................................................冷焦水旋流分离技术.5

6..................................................................................全井架水力除焦技术.5

7.............................................................................焦化富气压缩吸收技术.5

第二章工艺原理及工艺流程说明............6

一.延迟焦化工艺原理..........................................8

1.延迟焦化工艺过程..........................错误!未定义书签。

2.....................................................................................延迟焦化反应机埋.1.8

3.............................................................................................炫类的热反应..20

4.....................................................................................渣油热反应的特征..28

二.延迟焦化工艺流程.........................................30

L工艺流程说明.............................................30

2.原则流程图...............................................38

第三章自动化控制及安全设施.............42

一.装置对自动化控制的要求..................................42

二.主要控制方案............................................42

三.装置联锁方案............................................43

四.控制仪表明细............................................50

五.装置盲板明细表..........................................41

六.主要安全设施............................................59

1.自动化安全设施.........................................................................................59

2.................................................安全阀明细6.1

1

第四章原料与产品的设计基础数据..........63

一.原料来源及性质..........................................63

二.产品性质.................................................65

1.焦化汽油、柴油、蜡油、重蜡油、富吸收汽油的性质……•…65

2......................................................................................................焦炭性质.6.7

3.焦化富气、液态烧、焦化干气性质.....................67

三.物料平衡.................................................68

1.焦化部分........................................................................................................62

2.............................................................................................压缩吸收部分..62

四.主要控制条件............................................68

1.焦化部分................................................68

2.............................................................................................压缩吸收部分..69

五.主要经济技术指标........................................70

L公用工程消耗量.............................................................................................70

2.辅助材料消耗量..........................................61

3,装置能耗...........................................................................................................62

4.节能措施...........................................................................................................79

第五章影响产品质量及收率的因素..........81

一.原料油的性质............................................81

二.循环比...................................................82

三.反应压力.................................................82

四.反应温度.................................................83

五.对产品收率或质量的要求..................................84

第六章常用化工原材料性质及作用..........85

一.常用化工原材料的规格及物化性质.........................85

二.常用化工原材料的作用....................................86

1.消泡齐心.................................................86

2.........................................................................................................破乳剂.8.6

3,中和缓蚀剂...............................................86

第七章装置界区条件及公用工程...........87

一.界区物料走向说明........................................87

二.装置界区条件............................................88

2

三.公用工程................................................91

第八章主要设备简介......................92

一.加热炉(F101).................................................92

二.焦炭塔(C101)................................................93

三.分屈塔(C102)................................................94

四.接触冷却塔(C103)............................................94

五.柴油吸收塔(C201)............................................94

六.加热炉进料泵(P102).........................................94

七.原料泵(P101)................................................95

八.机组.....................................................95

1..气压机(K201).............................................95

九.高压水泵(P120)...............................................96

十.换热器....................................................96

十一.特殊阀门...............................................96

十二.除焦系统的设备.........................................96

十三.全部设备一览表.........................................99

十四.引进设备一览表.........................................110

第九章安全和环保.......................111

一.装置的安全和环保特点....................................111

二.可燃气体及有毒气体检测报警器分布情况..................112

三.装置火灾报警设施分布情况...............................113

3

第章延迟焦化装置简介

延迟焦化装置简介

一.装置概况

破坏加工常用的手段，其目的是从重质渣油中获得较多的轻质油品和

石油焦。延迟焦化工艺是当今世界最常见的渣油加工技术之一，与其它渣

油加工工艺相比，延迟焦化工艺不仅技术简单、操作方便、灵活性大、开

工率高、运行周期长，而且投资较低、回报较高，是目前炼油行业纷纷采

用的渣油加工技术。

XX石化公司120万吨/年延迟焦化装置于20XX年5月破土动工,2005

年3月建成投产。本装置总体设计由中国石化工程公司（SEI）承担，系

统配套由兰炼设计院设计，中油第二建设公司承担施工任务。装置区域南

北长124米，东西宽136米，总占地面积为16864平方米。该装置主要由

焦化、吸收两部分组成，设计年开工时间为8400小时（连续运转）。

本装置以工艺流程顺畅，方便生产操作、施工维修方便、力求经济合

理为准则进行设备平面布置。装置利用原有两条铁路运输焦炭，装置布置

以此先决条件作为出发点考虑，具体布置如下：储焦池的北侧布置冷焦水

系统和高压水泵房；紧靠储焦池的南边由西向东布置脱硫部分、放空冷却

部分、焦炭塔；再往南由西向东布置气压机厂房、柴油吸收部分、分偏部

分、加热炉；装置的东侧布置高低压联合配电间及和控制室；装置的机泵

主要布置在管廊下方，空冷布置在管廊和框架上方；框架地面及中间层布

置冷换设备和容器等。

该装置采用一台加热炉、两台焦炭塔的工艺路线，装置设计循环比为

0.5—0.6,以南疆渣油、催化油浆、乙烯裂解重油、脱油沥青为原料，主

要产品为干气、液态烧、汽油、柴油、蜡油和焦炭。焦化干气经脱硫后送

第一章延迟焦化装置简介

往合成氨装置作为原料，汽油、柴油、蜡油及液态燃由管线送出装置至罐

区或后续装置加工处理；焦炭通过汽车或铁路运输外销。

本装置共有210台（座）设备

表1T主要设备情况

序号内容单位焦化部分吸收部分

1塔类价42

2容器介226

3冷换设备台427

4空冷器价242

5机泵台466

6压缩机套/1

7电梯A1/

8加热炉价1/

9小型设备A398

10全井架水力除焦设备套2/

小计17832

2

第章延迟焦化装置简介

表1-2本装置能耗情况

序号项目焦化部分吸收脱硫部分

1新鲜水,t/h5.0/

2循环水,t/h199.5292

3除盐水，t/h15.5/

4电，KW22662425.6

5l.OMPa蒸汽（g）t/h-11.56-0.5

63.5MPa蒸汽（g）t/h1.8/

燃料气,Nm3/h4736/

8净化风，Nm17h34040

9非净化风,Nm7h4020

10氮气，Nm3/h42（正常值）/

11凝结水,t/h-1.20.5

12焦化部分能耗1.036GJ/t原料（24.73X104Kcal/t原料）

13吸收部分能耗0.22GJ/t原料（5.26X104Kcal/t原料）

14总能耗1.256GJ/t原料（29.99X104Kcal/t原料）

二.工艺技术特点

1.加热炉

采用双辐射室四管程双面辐射立式炉型，采用多点注汽、在线清焦技

术。加热炉的热效率可达92%。加热炉火嘴采用扁平焰、低NOx火嘴，以

减少环境污染。

加热炉采用热管空气预热器预热空气，提高炉子的热效率。

第一章延迟焦化装置简介

2.焦炭塔

（1）焦炭塔采用顶部为椭圆封头的设计，在不增加焦炭塔法兰面高

度的条件下尽量增加切线高度，提高焦炭塔容积。焦炭塔锥体段采用整体

锻件结构，为缩短生焦周期创造良好条件。

（2）焦炭塔顶到分储塔的大油气管线采用注急冷油技术，防止管线

结焦。

（3）焦炭塔采用无堵焦阀暖塔工艺流程，可缩短焦炭塔的预热时

间。

（4）焦炭塔必要时注消泡剂，以提高焦炭塔的利用率。

（5）焦炭塔设有中子料位计，可以方便地观察到塔内料位的情

况。

3.分福塔

（1）分母塔底部油部分循环，并加强过滤除去住粉，防止炉管和塔

底结焦。

（2）增加分储塔的塔板数量，设置柴油集油箱，加强柴油、蜡油分

离效果。

（3）增设了循环油集油箱，可灵活调节循环比，同时减少蜡油中携

带焦粉量和分储塔板的结焦。

（4）在分储塔的分馆段，采用SEI的BI塔板专利技术，提高产品

分离精度；在分储塔的洗涤段，采用人字形洗涤板，可以有效地将油气中

的焦粉洗涤下来。

（5）优化分储塔取热比例，充分利用分储塔过剩热量，多余热量用

于发生蒸汽。

4

第一章延迟焦化装置简介

4.焦炭塔密闭放空技术

采用塔式密闭放空技术，采用蜡油吸收放空气体中的煌类，减少焦炭

塔吹汽对环境的污染。

5.冷焦水旋流分离技术

冷焦水处理采用罐式隔油分离、过滤、水力旋流分离和密闭冷却工艺

技术，冷焦后热水采用空冷器冷却，可有效减少占地和环境污染。

6.全井架水力除焦技术

(1)焦炭塔采用双塔单井架水力除焦技术，可节省约20%的钢材。

(2)焦炭塔水力除焦系统采用先进的PLC安全自保系统。该技术

可以保障水力除焦工作的顺利进行和安全操作。

7.焦化富气压缩吸收技术

焦化富气采用压缩柴油吸收的工艺方案，为提高吸收效果减少干气中

的C3以上的组分，增设了柴油吸收塔中段回流。

5

第二章工艺原理及工艺流程说明

第二章工艺原理及工艺流程说明

一.工艺原理概述

焦化过程是一种分解和缩合的综合过程。原料油一般加热到350C后

开始热解，分子中最弱的C—C链或C-H链首先断裂，低分子产品以气相逸

出，而液相中的各自由基则反应成更稳定的芳%仝或缩合成稠环芳姓，随着

温度的升高反应加剧，而分子量大的缩合产物则继续脱氢缩合，最后成为

焦炭。

分解反应是吸热反应，而缩合反应是放热反应。当原料性质不同、操

作条件及加工方法不同时，烧类在高温下的反应是不一样的。焦化反应的

机理较为复杂，一般简单表示为：

C气体

汽油

--------------------

气体柴油

、裂化福分油

高分子妙类-----胶质--------沥青质-------炭青质-焦炭

/1

综合大分子芳煌

为了使焦化反应的原理在延迟焦化装置上得以应用，故使原料油通过

加热炉时采用了高的油品流速(入口混相流速3.54米/'秒)和高的加热强

度(lOOOOMJ/M'h),使得油品在短时间内达到焦化反应所需要的温度，

并迅速离开加热炉到焦炭塔进行分解和缩合反应。由于把焦化的生焦反应

6

第二章工艺原理及工艺流程说明

过程推迟到焦炭塔中进行，故名“延迟焦化工

二、术语和定义

1、生焦周期

指焦炭塔从切换生产到切换处理所用的时间。

2、急冷油

用于控制焦炭塔顶温度的油品，一般选用焦化蜡油作为焦炭塔

急冷油。焦炭塔注急冷油可防止挥发线结焦和焦炭塔泡沫层带入分

福塔。

3、循环比

循环比是指循环油重量流循环比=炉进料重量流率-新鲜原料重量流率

新鲜原料重量流率

率与新鲜原料重量流率之比。

4、闭路循环

在开工过程中，装置收够一定的原料后，切断进出装置物料，原料在

装置内部所进行的循环。流程为：

5、甩油温度

甩油温度是指装置的甩油通过E111盘管冷却后的温度。

6、甩油回炼

第二章工艺原理及工艺流程说明

指焦化污油不出装置进分母塔回炼的过程，甩油分为三部分，一是焦

炭塔预热的凝缩油，二是焦炭塔放空的污油，三是焦炭塔放水所携带的污

油。

三.延迟焦化工艺流程图

(1).焦化系统

南疆渣油、催化油浆、乙烯裂解重油、脱油沥青在装置外混合后，热

进料(120C左右)先经柴油-原料油换热器E-103/3—10壳程与焦化柴油

换热到180C左右，进入原料油缓冲罐D—101,然后由原料油泵P-101

/1-2抽出，先后经柴油-原料油换热器E-103/1-2壳程、中段-原料油

换热器E—104/1—6壳程、蜡油-原料油换热器E—105/1-2壳程，换热

至280c左右，分上下两路进入分储塔C—102底部洗涤换热段。上路进

料从笫四层换热板打入，在此与来自焦炭塔C-101/卜2的热油气(420℃)

接触换热，热油气中一部分重蜡油以上的重憎分被冷凝下来作为循环油一

起流入塔底，与原料油汇在一起成为焦化油。下路进料直接打入第零层，

上下两路进料的量以第四层换热板的温度为调节依据。另外，上路进料还

可以打入第六层换热板，协助控制温度和洗涤焦粉。焦化油在350℃条件

下，用加热炉进料泵P-102/1-2抽出分四路打入加热炉F-101快速升

温到500℃,出炉后汇成一路经四通阀SV进入焦炭塔C-101/1-2底部。

焦化油在焦炭塔内由于高温和保留一定的停留时间，会发生裂解、缩

合等一系列反应，最后生成富气、汽油、柴油、蜡油等产品和石油焦。焦

炭结聚在塔内，高温油气(420℃)经中段油急冷后，进入分储塔底洗涤

换热段第一层。

高温油气(420℃)进入分储塔洗涤换热段，与原料油直接换热后冷

8

第二章工艺原理及工艺流程说明

凝出的重组分成为循环油，与原料油一起落入塔底。其余大量油气上升经

六层洗涤换热板，进入循环油蜡油集油箱升气管。循环油集油箱以上的部

分称为分僧段，一共有41层塔盘。在循环油集油箱和蜡油集油箱之间共

有8层塔盘，其底部设循环油集油箱，在蜡油集油箱和柴油集油箱之间共

有20层塔盘，从柴油集油箱往上共有13层塔盘。油气经过分储后，从蜡

油集油箱和柴油集油箱可以分别得到蜡油和柴油。塔顶油气经冷却、油水

分离，可以得到汽油和富气。分储塔底循环泵P—103抽塔底油打循环，

以保持分储塔底油循环起米，减轻塔底焦粉沉积和结焦程度，延长设备的

运行周期。

循环油集油箱中的重蜡油(371℃)经循环油泵P-116/1-2抽出，一

部分下路回流到循环油集油箱下起洗涤焦粉和控制温度的作用，另一部分

去ER-102发生1.0MPa蒸汽后返回分得塔底或第三层塔盘，当下路回流

无法控制循环油集油箱温度时，可以将蜡油打入下回流控制其温度。另

外，在开工阶段，循环油流程中的介质是蜡油，在装置生产正常之前，这

些油经过甩油线送出装置。

分锵塔蜡油集油箱的蜡油(342℃)由蜡油泵P—108/1-2抽出，在

泵的出口分成三路。一路打蜡油下回流以控制蜡油集油箱下的温度；一路

接到循环油回流线，在必要的时候用来控制循环油集油箱下的温度；另一

路去蜡油一原料油换热器E-105/1-2管程换热冷却至319℃,其中一部

分作为封油的热油源，其余的蜡油经蜡油蒸汽发生器ER-101降温至

220C。这部分蜡油又分成一路：第一路作为上回流返回到分缁塔的第十

一层塔盘；第二路经蜡油增压泵P-108/3-4后去蜡油一除盐水换热器

E-106换热到132℃后，再经蜡油后冷器E-114/1-2冷却到90℃送出装置。

在E—106后，132C左右的蜡油还可以去C-103下段作补充回流。另外，

ET14/1-2出口与ERT01之间设有跨线，ET14出口的蜡油可以通过此线

返回C-102第十一层，此流程在非正常生产期间可以建立蜡油循环。

9

第二章工艺原理及工艺流程说明

在蜡油的上、下回流流程之间设有一条跨线，当蜡油集油箱温度过

高需要降低此处的温度时，上回流线中的220℃左右的蜡油可以通过此跨

线打入蜡油集油箱下控制其温度。

在蜡油集油箱液控阀LV-7101后引出一条DN50的蜡油线，这一部分

蜡油用作装置内机泵的封油。

中段回流(313℃)从分储塔第19层塔盘由中段回流泵P-107/1-2

抽出，经中段-原料油换热器E-104/1-6管程换热和三通阀TV7119的调

节，将温度控制在220℃左右后，一部分返回分储塔第21层塔盘作回流，

另一部分作为急冷油注到焦炭塔顶大油气线出口立管，可缓蚀大油气线结

焦。在P—107入口与P—108入口之间设有跨线，P—107可以抽蜡油集

油箱内的介质建立回流流程。该流程在水联运、柴油和蜡油试运过程中能

发挥较大作用。

柴油(232℃)从分储塔柴油集油箱由柴油泵P—106/1-2抽出分成

两路，第一路在FV7119的控制下直接返回到柴油集油箱下，流量的大小

是依据柴油集油箱下的温度控制指标来调节的；第二路经柴油一原料油换

热器E-103/1-2的管程换热，冷却到220℃进柴油一除氧水换热器

E-108.原料油一柴油换热器E-103/3-10换热到140左右后又分为两路：

一路进入E-110/卜2的壳程与富吸收柴油换热到123C,经过柴油空冷器

A—103/1-2冷却到103℃,再经过柴油空冷器A—103/3-4冷却到60℃,

最后经过柴油后冷器E-113/1-2冷却到50c后经泵P-201/1-2一部分

送出装置，另一部分经贫吸收柴油冷却器E-202/1-2冷却到40C进入

柴油吸收塔C—201的顶层(30层或26层)，作为焦化贫气吸收剂。140C

柴油的另一路经过C-102第31层进料温度控制阀TV7115A,与TV7115B来

的103℃柴油混成120℃左右的柴油，在流量控制阀FV7118的控制下，与

120C的富吸收柴油合并进入塔第31层塔盘。

在柴油泵的入口与蜡油泵的入口之间设有一条跨线，这条线相当于

io

第二章工艺原理及工艺流程说明

一条转移线。在水联运和柴油联运期间，可以通过此流程将蜡油集油箱中

的介质转移到柴油集油箱，平衡两个集油箱中的物料。在升温期间，还可

以起到脱水和快速升温的作用。

为了保证来自系统的脱硫燃料气进入加热炉火嘴前不带凝液，燃料

气走壳程与来自分饵塔第39层的顶循油(147℃)在顶循-燃料气换热器

E-102内换热到120℃。顶循油与燃料气换热后温度降到143℃,由塔顶

循环泵P—105/1-2送到顶循-除盐水换热器E-107壳程，温度降到132℃,

在经过顶循空冷器A-102/1-4,冷却到60℃返回到分储塔第41层，控

制分储塔顶温度。

分储塔顶油气(117℃)经分储塔顶空冷器A—101/1-8,温度降到

60℃,再经分储塔顶后冷器E-101/1-6冷却到40℃,流入分馆塔顶油

气分离罐D—102。焦化富气从D-102顶逸出到压缩机入口分液罐；汽油

从D—102底流出，经汽油泵P-104/卜2送到出装置；含硫污水沉降到油

水分离罐D-102/1流出，由含硫污水泵P-112/1-2打到A-101/1-8前注

水或A-201/1-2前注水或送出装置。D-102设有液面控制仪表，D-102/1

设有界面控制仪表。

焦炭塔吹汽、冷焦产生的大量高温蒸汽及少量油气(390C左右)进

入接触冷却塔CT03第一层塔盘下，从顶部打入蜡油镭分(90℃),洗涤

油气中的柴油以上I®分。塔底油(271℃)用接触冷却塔底泵P-113/1-2

抽出，经甩油和接触冷却塔底油冷却器E-111/1-2冷却到90C左右，一

部分作为塔C-103顶回流，控制顶部气相温度15CTC左右，另一部分在液

面控制下送出装置。塔C-103顶部油气及大量蒸汽进入接触冷却塔顶空冷

器A-104/1-8,冷却到60℃。再经过接触冷却塔顶后冷器E-109/1-4,冷

却到40℃,最后进入接触冷却塔顶油水分离器D-116。分出的污水沉降在

D-116的脱水包内，由污水泵P-114/1-2在界位控制下送入冷焦水隔油罐

或含硫污水线;不凝气从DT16顶部排入瓦斯放火炬系统、(或去D102)；

11

第二章工艺原理及工艺流程说明

污油则经污水泵打油流程，在液控阀的控制下经甩油线送出装置，或者经

C-103上段进行油水分离后，替代蜡油作为C-103顶部回流的补充油。

（2）.压缩吸收系统

自焦化部分来的富气经气压机入口分液罐（D-201）分液后，经离心

压缩机K—201升压到1.35MPa（121℃）,然后经过富气空冷器A—201/

1-2,冷却到60℃,再经过焦化富气后冷器E—201/1-2,冷却到40℃,

最后进入焦化富气分液罐D—203。分液后的焦化富气进入柴油吸收塔

C-201第1层下方，来自柴油泵P-201的柴油作吸收剂从塔顶第30层或

26层打入，将富气中C3以上的大部分组分吸收。塔底富吸收柴油（51℃）

在塔底液位控制下经E-110/1-2取热，在120℃左右返回分储塔第31层

塔盘，吸收是放热过程，适当降低吸收剂的温度，可以提高柴油吸收率，

因此柴油吸收塔设有中段回流，51c左右的回流柴油经回流泵P-202/

1-2从C—201柴油集汕箱抽出，经过柴油中段回流冷却器E—203/1-2,

冷却到40C左右返回到塔C-201第15层塔盘。塔顶干气在压力控制下

送到脱硫系统。

焦化富气在分液罐D-203分离出液态垃和含硫污水。液态燃在液面

控制下送出装置，脱水包中的含硫污水由界控阀控制回到D—102。

从柴油吸收塔顶来的干气（50C）经干气冷却器E-204冷却到40℃

经焦化干气分液罐D-206/2分液后进干气脱硫塔C-202第一层下方，与

从装置外来的（C-202上方第22层进）自上而下的脱硫贫胺液逆向接

触脱除干气中的H2S,富胺液送出装置外再生。C-202顶的净化干气经干

气分液罐D-206/1进一步分液后送出装置做合成氨原料或并入燃料气管

网。

12

第二章工艺原理及工艺流程说明

（3）.热工系统

①概况

为了充分利用蜡油的余热，降低装置能耗，在装置内设置两套蜡油蒸

汽发生器ER-101、ER-102,正常情况下可产生L0~L4MPa（g）的饱和

蒸汽14.4t/ho

②蒸汽发生器

蜡油蒸汽发生器采用自然循环方式，由两台换热器ER-101和ER-102

共用一台汽包D—103。其换热器型号为：BIU1300：BIU1200-2.5/2.5

-395oo正常情况下热负荷为83.852GJ/h,产生1.4Mpa（g）饱和蒸汽

14.4t/ho

③蒸汽发生器给水

由系统来的0.4MPa、40C的除盐水（或软化水），首先进入焦化装置

内的蜡油-除盐水换热器E-106管程，再进入顶循除盐水换热器E-107管

程，然后进入除氧器D—113在低压过热蒸汽的作用下除去氧。除氧后的

除氧水由锅炉给水泵P-122/1-2送入柴油-除氧水换热器E-108管程与柴

油换热至190℃,最后进入D-103内进行汽液分离。

在运行过程中，D-103需定期加入磷酸三钠，其目的是保持除氧水呈

弱碱性，同时除去除氧水中残存的钙、镁等离子。从D-103需连续排放一

定量的除氧水到连续排污扩容器D-122,从ER-101和ER-102换热器底部

也要定期排放部分除氧水，防止除氧水中的盐类在容器内沉积、结垢。

④消耗指标：

除盐水：15.4t/h（正常）19.7t/h（最大）

磷酸三钠：lt/a

循环水：7t/h

新鲜水：3t/h（连续）

13

第二章工艺原理及工艺流程说明

电:23kW（正常）

(4).冷焦系统

焦炭塔C-101运行至冷焦时，开启冷焦冷水泵P-150/1-2,从冷焦冷

水储罐D-221将冷焦水从底部送入焦炭塔进行冷焦，冷焦溢流水排入冷焦

热水储罐D-222/1,放空水排入冷焦放空储水罐D-222/2。罐内油浮至水

面，通过罐内环形污油集油槽将浮油经管道送入污油罐D-223,再通过污

油泵P-153/1、2送到全厂污油罐进行处理。粉焦沉至罐底，粉焦通过

罐底排污阀排至贮焦池。冷焦热水储罐内的冷焦热水用冷焦热水泵P-151

/1-2送入离心分离器M-221/1-2和旋流除油器M-210/1—2进一步除

去油及焦粉，再靠旋流除油器的余压进入空冷器A-210/1-6进行冷却降

温。冷水排到冷焦冷水储罐D-221贮存再用。冷焦冷水储罐内浮起来的污

油也通过罐内环形污油槽经管道排入含油油污水系统，沉到罐底的粉焦通

过罐底排污阀由排至贮焦池。

夏季气温较高时，经空冷器冷却后的水温有可能仍然较高，此时可以

将空冷器出口切换至冷焦热水储罐，再一次进行循环冷却。在冬季，可以

开启旋流除油器与冷焦冷水储罐之间的闸阀，让冷焦水直接进入冷焦冷水

储罐自然冷却，可减少空冷器运行费用。

按照设计，本装置每天冷焦一次，切焦一次；冷焦一次的水量为250〜

280m3/h,冷焦时间为4-6h,冷焦用水最大量为1680m)切焦一次的水

量为270〜280nl：'/h,切焦时间为3—4卜切焦用水最大量为1120m)

由于本装置采用密闭冷焦水处理设施，减少了对周围环境的影响，但

投资能耗较高。

14

第二章工艺原理及工艺流程说明

(5).除焦系统

除焦时，从焦炭塔排出的焦炭和切焦水入贮焦池，然后切焦水进入一

次沉淀池，大颗粒粉焦沉淀下来，再进入二次沉淀池。沉淀池内设三道格

网，拦截粉焦。

粉焦沉淀后，开启切焦水提升泵P-152/1-2,将沉淀后的水送入切焦

水贮罐D-220贮存，供高压水泵P-120切焦用。微细粉焦将在贮罐内继续

沉淀，粉焦通过罐底排污阀排至贮焦池。当发现液面油层较厚可关闭

溢流管上的阀门，水位上升后污油经污油集油槽一含油污水立管，排入含

油污水系统。

切焦水储罐、冷焦冷水储罐、冷焦热水储罐、污油罐均设置液位计，

进行液位测量与高低液位报警，以控制泵的开停。

污油泵运行完后，应进行蒸汽吹扫，冬季低温污油易凝固，可打开污

油罐上的蒸汽线进行加热，以利于回收污油。

切焦水储罐、冷焦热水储罐、冷焦冷水储罐应定期清扫其沉淀的粉焦。

沉淀池积存的粉焦，利用桥式焦炭抓斗抓出运至贮焦池。

冷焦热水储罐、冷焦冷水储罐表面积存污油时，应在高水位时利用罐

内环形集油槽回收。

在切焦水储罐、冷焦冷热水储罐上设有新鲜水管，以补充冷焦水和切

焦水的损失。

2.原则流程图

15

第二章工艺原理及工艺流程说明

第三章生产原理及主要操作因素

延迟焦化工艺是焦炭化过程（简称焦化）主要的工业化形式，由于延

迟焦化工艺技术简单，投资及操作费用较低，经济效益较好，因此，世界

上85%以上的焦化处理装置都采用延迟焦化工艺。也有部分国外炼油厂（如

美国）采用流化焦化工艺，这种工艺使焦化过程连续化，解决了除焦问题，

而且焦炭产率降低，液体产率提高；另外，由干该T艺加热炉只起到预热

原料的作用，炉出口温度较低，从而避免了加热炉管结焦的问题，所以该

工艺在原料的选择范围上比延迟焦化有更大的灵活性，但是该工艺由于技

术复杂，投资和操作费用较高，且焦炭只能作为一般燃料利用，故流化焦

化技术没有得到太广泛的应用。近年来还有一种焦化工艺叫灵活焦化，这

种工艺不生产石油焦，但是除了生产焦化气体、液体外，还副产难处理的

空气煤气，加之其技术复杂、投资费用高，该工艺也未被广泛采用。而其

它比较早的焦化工艺（如釜式焦化等）基本被淘汰。

延迟焦化工艺基本原理就是以渣油为原料，经加热炉加热到高温

（500℃左右），迅速转移到焦炭塔中进行深度热裂化反应，即把焦化反应

延迟到焦炭塔中进行，减轻炉管结焦程度，延长装置运行周期。焦化过程

产生的油气从焦炭塔顶部出来到分储塔中进行分储，可获得焦化干气、汽

油、柴油、蜡油产品；留在焦炭塔中的焦炭经除焦系统处理，可获得焦炭

产品（也称石油焦）。

表2-1例举了两种减压渣油进行焦化所得产物的产率分布。表2-2例

举了焦化气体的组成。

16

第二章工艺原理及工艺流程说明

表2-1延迟焦化的产品分布

项目大庆减压渣油胜利减压渣油

相对密度，20℃0.92210.9698

残碳（质量分数），％8.813.9

产品分布（质量分数），%：

气体8.36.8

汽油15.714.7

柴油36.335.6

蜡油25.719.0

焦炭14.023.9

液体收率77.769.3

表2-2焦化气体组成

组分氢甲烷乙烷乙烯丙烷丙烯丁烷丁烯

含量（体积分9.4150.1815.551.998.393.854.47/

数），％

组分戊烷戊烯六碳硫化二氧一氧化氮+氧—

烧氢化碳碳

含量（体积分///3.04///—

数），%

注：数据由中国石科院提供

减压渣油经焦化过程可以得到70%左右的锵分油。焦化汽油和焦化柴

油中不饱和燃含量高，而且含硫、含氮等非炫类化合物的含量也高。因此,

它们的安定性很差，必须经过加氢精制等精制过程加工后才能进一步使

用。汽油经过加氢精制后通常用作乙烯裂解料，柴油经过加氢精制后可以

用作发动机燃料。焦化蜡油主要是作为加氢裂化或催化裂化的原料，有时

也用于调和燃料油。焦炭（也称石油焦）除了可用作燃料外，还可用作高

炉炼铁之用，如果焦化原料及生产方法选择适当，石油焦经煨烧及石墨化

后，可用于制造炼铝、炼钢的电极等。焦化气体含有较多的甲烷、乙烷以

17

第二章工艺原理及工艺流程说明

及少量的丙烯、丁烯等，它可用作燃料或用作制氢原料等石油化工原料。

从焦化过程的原料和产品可以看到焦化过程是一种渣油轻质化过程。

作为轻质化过程，焦化过程的主要优点是它可以加工残碳值及重金属含量

很高的各种劣质渣油，而且过程比较简单，投资和操作费用较低。它的主

要缺点是焦炭产率高及液体产物的质量差。焦炭产率一般为原料残碳值的

L4〜2倍，数量较大。但焦炭在多数情况下只能作为普通固体燃料出售，

售价还很低。尽管焦化过程尚不是一个很理想的渣油轻质化过程，但在现

代炼油业中，通过合理地配置石油资源和优化装置结构，它仍然是一个

十分重要的提高轻质油收率的有效途径。

近年来，对用于制造冶金用电极，特别是超高功率电极的优质石油焦

的需求不断增长，对某些炼油厂，生产优质石油焦已成为焦化过程的重要

目的之一。

2.延迟焦化反应机理

渣油在热的作用下主要发生两类反应：一类是热裂解反应，它是吸热

反应；另一类是缩合反应，它是放热反应。总体来讲，焦化反应在宏观上

表现为吸热反应。而异构化反应几乎不发生。渣油的热反应可以用自由基

链反应机理来解释。一般认为燃类热反应的自由基链反应大体有如下三个

阶段：链的引发，链的增长和链的终止。

(1).链的引发

煌分子分解为自由基是由于键C—C的均裂，而不是c—H键，因后

者的键能较大，并且主要断裂在碳链的中部，如：

C』3“一＞2CH3(CH2)6CH2

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第二章工艺原理及工艺流程说明

(2).链的增长

这是一种由一个自由基转化为另一个自由基，使自由价继续传递下去

的过程。在此过程中，较小的自由基如H•、CH3-、C2H5♦能在短时间

内独立存在；而较大的自由基则比较活泼和不稳定，只能在瞬间存在，因

此它会继续分裂，成为烯堤和小的自由基；这些小的自由基会继续攻击其

它烧分子，产生新的自由基，新的自由基继续分裂，这样就形成了一个不

断增长的反应链。直到反应产物离开反应系统，链的增长才会结束。具体

通过如下反应：

①自由基的夺氢反应

其通式为：

H+RH—►H2+R

R+MH—>RH+A'

燃分子中碳原子上的氢被夺取的难易程度由易到难的次序是叔碳〉仲

碳〉伯碳。它们与自由基反应的相对速度也是按照这个次序进行的，而且

温度越高，它们之间的差别也越小。

②自由基的分解反应

自由基本身可以分解，生成一个烯姓分子和一个含碳数较少的新自由

基，从而使其自由价传递下去。自由基的分解主要发生在具有未成对电子

碳的键位置上，这也就是所谓的8-断裂规则。如：

CH3CH2CHCH3-CH2=CHCH3+6H3

③自由基的加成反应

这是上述自由基分解反应的逆反应，含碳数较少的自由基可与烯煌加

成而生成含碳数更多的自由基。

19

第二章工艺原理及工艺流程说明

(3).链的终止

自由基可相互结合成为稳定的分子而使链反应中断，如：

H+H―>H2

H+R—>RH

R+R,—►RR'

根据上述历程，即使象乙烷这样简单的烧分子，它的热反应也是相当

复杂的。其控制步骤是链的引发(此步骤所需活化能最高)。

值得注意的是，并不是所有煌类的热解反应都是自由基链反应，有的

妙类如环几烷虽然在反应中也断环而生成自由基，但随即分解而为稳定的

产物，并不形成链反应。因此，环几烷单独进行热解时反应速度较慢，约

为正几烷的八分之一。

〈~\—>0H2cH2cH2cH2cH24H2—►CH2=CH2+CH2=CH-CH2-CH3

3.煌类的热反应

燃类热转化反应首先是分子链的断裂。链的断裂是吸热反应，因而分

子链较弱的部位，即键能小，断裂时需要的能量较小的部位，比键能较强

的部位容易发生断裂。表2-3列出了煌类分子中几种不同形式化学键的键

能数据。从中可以看出，链烷煌的C-C键最弱，而芳崎、烯烧、焕炫的

C-C键最强。因此断裂反应多半先在链烷烧、环烷烧侧链和芳煌侧链的C-C

键发生。

表2-3不同形式化学键的键能

化学键键能，kj/mol

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第二章工艺原理及工艺流程说明

化学键键能，kj/mol

H-H436.26

C-H®412.27-413.91

C屣烷一C健烷②347.80〜354.41

C芳-C芳512.30

C饰二C烯620.27

C焕三C块842.09

①包括伯、仲、叔、环烷、烯、果和芳碳原子与氢原子构成的化学键。

②包括直链、侧链和环烷链仲碳原子与碳原子构成的饱和键。

(1).烷煌的热反应

烷妙的热反应主要有两类：

①C—C键断裂生成较小分子的烷烧和烯崎。

②C—H键断裂生成碳原子数保持不变的烯煌及氢。

上述两类反应都是强吸热反应。烷妙的热反应行为与其分子中的各键

能大小有密切的关系。

从烷烧的键能数据可以总结出一些规律：

①C—H键的键能大于C—C键的，因此C—C键更易于断裂。

②长链烷烧中，越靠近中间处，其C—C键能越小，也就越容易断裂。

③随着分子量的增大，烷烽中的C-C犍及C-H键的键能都呈减小

的趋势，也就是说它们的热稳定性逐渐下降。

④异构烷燃中的C-C键及C-H键的键能都小于正构烷妙，说明异

构烷烽更易于断链和脱氢。

⑤烷姓分子中叔碳上的氢最容易脱除，其次是仲碳上的，而伯碳上

的氢最难脱除。

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第二章工艺原理及工艺流程说明

从热力学判断，在500C左右，烷烧脱氢反应进行的可能性不大。当

温度高达700℃左右时，脱氢反应的可能性明显增大。从动力学考虑，煌

类的热解反应性是以其反应速度来判断的，通常：

①随着温度的升高，烧类的反应速度迅速增大。大体上，温度每增

高10℃,反应速度增大1.5〜2倍。

②随着烷烧分子量的增大，其反应速度明显加快，其反应速度常数

与